ES2170629B2 - "procedimiento mejorado de refrigeracion en cascada para la licuefaccion de gas natural". - Google Patents

"procedimiento mejorado de refrigeracion en cascada para la licuefaccion de gas natural".

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ES2170629B2 ES009950073A ES9950073A ES2170629B2 ES 2170629 B2 ES2170629 B2 ES 2170629B2 ES 009950073 A ES009950073 A ES 009950073A ES 9950073 A ES9950073 A ES 9950073A ES 2170629 B2 ES2170629 B2 ES 2170629B2
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Abstract

La presente invención se refiere a un procedimiento para la licuefación de gas natural y más concretamente a un procedimiento para producir gas natural líquido presurizado. Un gas rico en metano con una presión inicial aproximadamente de 3.100 Kpa se licua de manera que la refrigeración del gas natural se realiza principalmente mediante ciclos de refrigeración en cascada, preferiblemente dos ciclos. A continuación el gas es expandido a presión mediante ciclos medios adecuados de expansión para producir un productos líquido rico en metano con una temperatura superior a aproximadamente -112º C y una presión suficiente para que el producto líquido esté en o por debajo de su punto de burbujeo.

Description

Procedimiento mejorado de refrigeración en cascada para la licuefacción de gas natural.
Campo de la invención
La presente invención se refiere a un procedimiento para la licuefacción de gas natural y más particularmente se refiere a un procedimiento para producir gas natural líquido presurizado (GNLP).
Antecedentes de la invención
Debido a sus cualidades de combustión limpia y a su conveniencia, el gas natural se está usando ampliamente en los últimos años. Muchos yacimientos de gas natural están situados en zonas remotas, a grandes distancias de cualesquiera mercados comerciales del gas. A veces se dispone de un gaseoducto para transportar gas natural producido a un mercado comercial. Cuando el transporte por gaseoducto no es factible, el gas natural producido se procesa frecuentemente transformándolo en gas natural licuado (que se denomina abreviadamente ``GNL'') para su transporte al mercado.
Una de las características diferenciales de una planta de GNL es la gran inversión de capital requerida para la planta. El equipo usado para licuar gas natural es generalmente bastante costoso. La planta de licuefacción consta de varios sistemas básicos, que incluyen tratamiento del gas para eliminar impurezas, licuefacción, refrigeración, central térmica e instalaciones de almacenamiento y carga de barcos. Aunque el coste de una planta de GNL puede variar mucho, dependiendo de la localización de la planta, un proyecto típico convencional de GNL puede costar de 5 a 10 billones de dólares USA, incluidos los costes de desarrollo del campo. Los sistemas de refrigeración de la planta pueden representar hasta el 30 por ciento del coste.
En el diseño de una planta de GNL, tres de las consideraciones más importantes son: (1) la selección del ciclo de licuefacción, (2) los materiales usados en los depósitos, tuberías y otros equipos y (3) las etapas del proceso para convertir una corriente de alimentación de gas natural en GNL.
Los sistemas de refrigeración de GNL son costosos porque se necesita mucha refrigeración para licuar gas natural. Una corriente típica de alimentación de gas natural entra a una planta de GNL a presiones de aproximadamente 4.830 kPa a aproximadamente 7.600 kPa y a temperaturas de aproximadamente 20ºC a aproximadamente 40ºC. El gas natural, que es predominantemente metano, no puede ser licuado incrementando simplemente la presión, como es el caso de hidrocarburos más pesados usados con fines energéticos. La temperatura crítica del metano es -82,5ºC. Esto significa que el metano puede ser licuado sólo por debajo de esa temperatura con independencia de la presión aplicada. Como el gas natural es una mezcla de gases, se licúa en un intervalo de temperaturas. La temperatura crítica del gas natural es entre aproximadamente -85ºC y -62ºC. Típicamente, las composiciones de gas natural se licuarán a presión atmosférica en el intervalo de temperaturas entre aproximadamente -165ºC y -155ºC. Como el equipo de refrigeración representa una parte tan significativa del coste de la planta de GNL, se ha hecho un esfuerzo considerable para reducir los costes de refrigeración.
Aunque se han usado muchos ciclos de refrigeración para licuar gas natural, actualmente los tres tipos usados más comúnmente en plantas de GNL son: (1) ``ciclo de expansión'' que expande el gas desde una presión alta a un presión baja, con la correspondiente reducción de la temperatura, (2) ``ciclo de refrigeración de varios componentes'' que usa un refrigerante de varios componentes en intercambiadores de calor diseñados especialmente y (3) ``ciclo en cascada'' que usa varios refrigerantes de un solo componente en intercambiadores de calor dispuestos progresivamente para reducir las temperaturas del gas a la temperatura de licuefacción. La mayoría de los ciclos de licuefacción de gas natural usan variaciones o combinaciones de estos tres ciclos básicos.
El sistema en cascada usa generalmente dos o más circuitos de refrigeración en los que el refrigerante expandido procedente de una etapa se usa en la siguiente etapa para condensar el refrigerante comprimido. Cada etapa sucesiva usa un refrigerante más ligero y más volátil que, cuando se expande, proporciona un nivel menor de refrigeración y puede, por lo tanto, enfriar a una temperatura más baja. Para disminuir la energía requerida por los compresores, cada ciclo de refrigeración está dividido típicamente en varias etapas de presión (son comunes tres o cuatro etapas). Las etapas de presión tienen el efecto de dividir el trabajo de refrigeración en varias etapas de temperatura. El propano, etano, etileno y metano son refrigerantes usados comúnmente. Como el propano puede ser condensado a una presión relativamente baja por enfriadores de aire o enfriadores de agua, el refrigerante en la primera etapa es normalmente propano. La condensación del etano que sale del compresor de etano requiere un refrigerante a baja temperatura. El propano proporciona esta función refrigerante a baja temperatura. De modo similar, si se usa metano como refrigerante en la etapa final, se usa etano para condensar el metano que sale del compresor de metano. Por lo tanto, el sistema de refrigeración por propano se usa para enfriar el gas alimentado y para condensar el etano refrigerante y se usa etano para enfriar más el gas de alimentación y para condensar el metano refrigerante.
Los materiales usados en plantas convencionales de GNL contribuyen también al coste de la planta. Los depósitos, tuberías y otros equipos usados en plantas de GNL se construyen típicamente, al menos en parte, de aluminio, acero inoxidable o acero rico en níquel para proporcionar a temperaturas bajas la resistencia y tenacidad contra las fracturas.
En plantas convencionales de GNL, se deben eliminar sustancialmente del gas natural que se está procesando agua, dióxido de carbono, compuestos que contienen azufre, como sulfuro de hidrógeno y otros gases ácidos, n-heptano e hidrocarburos más pesados, incluido benceno, a niveles por debajo de partes por millón (ppm). Algunos de estos compuestos, solidificarán causando problemas de obstrucciones en el equipo del proceso. Otros compuestos, como los que contienen azufre, se eliminan típicamente para cumplir las especificaciones comerciales. En una planta convencional de GNL, se requiere un equipo de tratamiento del gas para eliminar el dióxido de carbono y gases ácidos. El equipo de tratamiento del gas usa típicamente un proceso regenerativo físico y/o químico con un disolvente y requiere una inversión de capital importante. También, los costes operativos son altos. Para eliminar el vapor de agua se requieren deshidratadores de lecho seco, como tamices moleculares. Para eliminar hidrocarburos que tienden a causar problemas de obstrucciones se usan típicamente equipos de fraccionamiento y columnas separadoras. El mercurio se elimina también en una planta convencional de GNL porque puede ocasionar fallos en el equipo construido de aluminio. Además, una gran porción del nitrógeno que pueda estar presente en el gas natural se elimina después del procesamiento porque el nitrógeno no debe permanecer en la fase líquida durante el transporte de GNL convencional y no es deseable tener vapor de nitrógeno en depósitos de GNL en el punto de suministro.
En la industria hay una necesidad persistente de disponer de un procedimiento mejorado para licuar gas natural que minimice la cantidad de equipo de refrigeración y la energía requeridos en el procedimiento.
Sumario
La presente invención se refiere generalmente a un procedimiento de licuefacción de una corriente de gas rico en metano y que tiene una presión inicial superior a aproximadamente 3.100 kPa. La refrigeración para condensar el gas natural es principalmente mediante ciclos de refrigeración en cascada, preferiblemente sólo dos ciclos. Después el gas natural es expandido a presión mediante medios adecuados de expansión a presión para producir un producto líquido rico en metano con una temperatura superior a aproximadamente -112ºC y una presión suficiente para que el producto líquido esté en o por debajo de su punto de burbujeo.
El procedimiento de esta invención también puede condensar el vapor de evaporación producido por un gas natural líquido presurizado. Si el gas natural contiene hidrocarburos más pesados que el metano y se desea eliminar los hidrocarburos más pesados, se puede añadir al procedimiento un procedimiento de fraccionamiento.
El procedimiento de la presente invención se puede usar para la licuefacción inicial de un gas natural en el origen de suministro para su almacenamiento o transporte y para relicuar vapor de gas natural desprendido durante el almacenamiento y carga en los barcos. En consecuencia, un objeto de esta invención es proporcionar un sistema mejorado para la licuefacción o relicuefacción de gas natural. Otro objeto de esta invención es proporcionar un sistema mejorado de licuefacción en el que se requiere sustancialmente menos energía de compresión que en sistemas de la técnica anterior. También otro objeto de la invención es proporcionar un procedimiento mejorado de licuefacción que es de funcionamiento económico y eficiente. La refrigeración a temperatura muy baja en procedimientos convencionales de GNL es muy costosa comparada con la refrigeración a temperatura relativamente suave necesaria en la producción de GNLP de acuerdo con la práctica de esta invención.
Breve descripción de los dibujos
La presente invención y sus ventajas serán comprendidas mejor haciendo referencia a la siguiente descripción detallada y a las figuras adjuntas que son diagramas de flujos esquemáticos de realizaciones representativas de esta invención.
La figura 1 es un diagrama de flujos esquemático de una realización del procedimiento de esta invención que muestra un sistema de refrigeración en cascada de dos ciclos para producir GNLP.
La figura 2 es un diagrama de flujos esquemático de una segunda realización de esta invención que ilustra un procedimiento para condensar gas evaporado y eliminar los hidrocarburos más pesados.
La figura 3 es un diagrama de flujos esquemático de una tercera realización de esta invención.
Los diagramas de flujos ilustrados en las figuras presentan diversas realizaciones de la puesta en práctica del procedimiento de esta invención. No se pretende que las figuras excluyan del alcance de la invención otras realizaciones que sean el resultado de modificaciones normales y posibles de estas realizaciones específicas. En las figuras se han omitido diversos subsistemas requeridos, como bombas, válvulas, mezcladores de corrientes de flujos, sistemas de control y sensores por simplicidad y claridad de la presentación.
Descripción de las realizaciones preferidas
La presente invención usa un sistema dé refrigeración en cascada para licuar gas natural para producir un producto líquido rico en metano que tiene una temperatura superior a aproximadamente -112ºC y una presión suficiente para que el producto líquido esté en o por debajo de su punto de burbujeo. Este producto rico en metano se denomina a veces en esta descripción ``gas natural líquido presurizado'' (GNLP). El término ``punto de burbujeo'' es la temperatura y presión a las que un líquido empieza a convertirse en gas. Por ejemplo, si se mantiene un cierto volumen de GNLP a presión constante, pero se incrementa su temperatura, la temperatura a la que se empiezan a formar burbujas de gas en el GNLP es el punto de burbujeo. De modo similar, si se mantiene un cierto volumen de GNLP a temperatura constante, pero se reduce la presión, la presión a la que se empieza a formar gas define el punto de burbujeo. En el punto de burbujeo, la mezcla es un líquido saturado.
Usando un sistema de refrigeración en cascada de acuerdo con la presente invención se requiere menos energía para licuar el gas natural que en procedimientos de refrigeración en cascada usados en el pasado y el equipo usado en el procedimiento de esta invención se puede hacer de materiales menos costosos. Por el contrario, los procedimientos de la técnica anterior que producen GNL a presiones atmosféricas y que tiene temperaturas tan bajas como -160ºC requieren que por lo menos parte del equipo del procedimiento esté hecho de materiales costosos para tener un funcionamiento seguro.
La energía necesaria para licuar el gas natural en la práctica de esta invención se reduce mucho con respecto a la energía requerida en un planta convencional de GNL. La reducción de la energía de refrigeración requerida para el procedimiento de la presente invención origina una gran reducción de costes de capital, costes operativos proporcionalmente más bajos y eficiencia y funcionabilidad incrementadas con lo que se aumenta mucho la economía de producir gas natural licuado.
A las presiones y temperaturas operativas de la presente invención, se puede usar acero con aproximadamente 3,5% en peso de níquel en tuberías e instalaciones en las zonas operativas más frías del procedimiento de licuefacción, mientras que generalmente se requiere el acero más costoso con 9 por ciento en peso de níquel o aluminio para el mismo equipo en un procedimiento convencional de GNL. Esto proporciona otra reducción de costes significativa en el procedimiento de esta invención comparado con procedimientos de GNL de la técnica anterior.
La primera consideración para procesar criogénicamente gas natural es la contaminación. La materia prima de gas natural adecuada para el procedimiento de esta invención puede comprender gas natural obtenido de un pozo petrolífero (gas asociado) o de un pozo de gas (gas no asociado). La composición del gas natural puede variar significativamente. Tal como se usa en la presente Memoria, una corriente de gas natural contiene metano (C_{1}) como componente principal. El gas natural también contiene típicamente etano (C_{2}), hidrocarburos superiores (C_{3+}) y cantidades menores de contaminantes, como agua, dióxido de carbono, sulfuro de hidrógeno, nitrógeno, butano, hidrocarburos de seis o más átomos de carbono, suciedad, sulfuro de hierro, cera y petróleo crudo. Las solubilidades de estos contaminantes varía con la temperatura, presión y composición del gas. A temperaturas criogénicas, el dióxido de carbono, agua y otros contaminantes pueden formar sólidos que pueden obstruir las tuberías en intercambiadores de calor criogénicos. Estas dificultades potenciales pueden ser evitadas eliminando dichos contaminantes si se anticipan condiciones dentro de sus limites de fase de presión-temperatura de la fase sólida de componentes puros. En la siguiente descripción de la invención, se supone que la corriente de gas natural ha sido tratada convenientemente para eliminar sulfuros y dióxido de carbono y secada para eliminar agua usando procedimientos convencionales y bien conocidos para producir una corriente de gas natural ``dulce, seca''. Si la corriente de gas natural contiene hidrocarburos pesados que pueden solidificar durante la licuefacción o si no se desean hidrocarburos pesados en el GNLP, los hidrocarburos pesados deben ser eliminados mediante un procedimiento de fraccionamiento antes de producir el GNLP como se describe con más detalle más adelante.
Una ventaja de la presente invención es que las temperaturas operativas más templadas permiten que el gas tenga niveles de concentración de componentes solidificables más altos que los que serían posibles en un procedimiento convencional de GNL. Por ejemplo, en una planta convencional de GNL que produce GNL a -160ºC, el dióxido de carbono debe estar por debajo de aproximadamente 50 ppm para evitar problemas de solidificación. Por el contrario, manteniendo las temperaturas del procedimiento por encima de aproximadamente -112ºC, el gas natural puede contener dióxido de carbono a niveles tan altos como aproximadamente 1,4% en moles de dióxido de carbono a temperaturas de -112ºC y de aproximadamente 4,2% a -95ºC sin causar problemas de solidificación en el procedimiento de licuefacción de esta invención.
Adicionalmente, en el procedimiento de esta invención no es necesario eliminar cantidades moderadas de nitrógeno porque el nitrógeno permanecerá en la fase líquida con los hidrocarburos licuados a las temperaturas y presiones operativas de la presente invención. La aptitud de reducir, o en algunos casos de omitir, el equipo requerido para tratar el gas y eliminar el nitrógeno cuando la composición del gas natural lo permita, proporciona ventajas técnicas y económicas significativas. Estas y otras ventajas de la invención serán mejor comprendidas haciendo referencia a las figuras.
Con referencia a la figura 1, una corriente de alimentación de gas natural presurizado 10 entra en el procedimiento de licuefacción preferiblemente a una presión superior a 1.724 kPa y más preferiblemente superior a aproximadamente 4.830 kPa, y preferiblemente a temperaturas inferiores a aproximadamente 40ºC; sin embargo, si se desea, se pueden usar presiones y temperaturas diferentes y el sistema puede ser modificado apropiadamente por personas expertas en la materia teniendo en cuenta las enseñanzas de esta invención. Si la corriente de gas 10 está por debajo de 1.724 kPa, puede ser presurizada mediante medios de compresión adecuados (no mostrados), que pueden comprender uno o más compresores.
La corriente de alimentación 10 pasa a través de una serie de intercambiadores de calor, preferiblemente dos intercambiadores de calor 30 y 31, que se refrigeran por un primer ciclo de refrigeración 32. El ciclo de refrigeración 32 enfría la corriente de alimentación 10 en intercambiadores de calor 30 y 31 y enfría el refrigerante en un segundo ciclo de refrigeración 33 que está corriente abajo en el procedimiento de licuefacción. El ciclo de refrigeración 33 enfría más el gas natural en una serie de intercambiadores de calor, preferiblemente tres cambiadores de calor 37, 38 y 39, mostrados en la figura 1. El diseño y funcionamiento de los ciclos de refrigeración 32 y 33 son bien conocidos por los expertos en la técnica y los detalles de su funcionamiento se encuentran en la técnica anterior. El refrigerante en el primer ciclo de refrigeración 32 es preferiblemente propano y el refrigerante en el segundo ciclo de refrigeración 33 es preferiblemente etileno. Ejemplos de sistemas de refrigeración en cascada se describen en la patente de los Estados Unidos 3.596.472, ``Proceso en Planta de Gas Natural'', concedida al Servicio de Extensión del Petróleo, Universidad de Texas, Austin, TX (1974), y en E.A. Harper et al., ``GNL Sin Problemas'', Chemical Engineering Progresa, vol. 71, nº 11 (1975).
La corriente de gas natural licuado 19 que sale del último intercambiador de calor 39 de acuerdo con la práctica de esta invención tiene una temperatura superior a -112ºC y una presión suficiente para que el producto líquido esté en o por debajo de su punto de burbujeo. Si la presión de la corriente 10 cuando sale de la última etapa del segundo ciclo de refrigeración es mayor que la presión necesaria para mantener la corriente 10 en fase líquida, se puede pasar opcionalmente la corriente 10 a través de uno o más medios de expansión, como una turbina hidráulica 40, para producir producto de GNLP a una presión menor pero que tiene todavía una temperatura superior a -112ºC y una presión suficiente para que el producto líquido esté en o por debajo de su punto de burbujeo. El GNLP se envía después (corriente 20) a un medio adecuado de transporte o almacenamiento 41, como un gasoducto adecuado o un vehículo adecuado, como un barco de GNLP, un camión cisterna o un vagón cisterna.
La figura 2 ilustra otra realización de la invención y en ésta y en las realizaciones ilustradas en las figuras 1 y 3, las partes que tienen los mismos números de referencia tienen las mismas funciones en el procedimiento. Sin embargo, los expertos en la técnica podrán reconocer que el equipo del procedimiento puede variar de tamaño y capacidad de una realización a otra para manejar caudales, temperaturas y composiciones diferentes. Con referencia a la figura 2, una corriente de alimentación de gas natural entra en el sistema a través de la tubería 10 y pasa a través de intercambiadores de calor 30 y 31 que se refrigeran por un primer ciclo de refrigeración 32. El ciclo de refrigeración 32 enfría la corriente de alimentación 10 y enfría el refrigerante en un segundo ciclo de refrigeración 33 que está corriente abajo en el procedimiento de licuefacción.
Después de salir del último intercambiador de calor 31, la corriente de gas de alimentación 10 entra en un separador de fases convencional 34. Una corriente líquida 11 sale del fondo del separador y pasa a un desmetanizador convencional 35. El desmetanizador produce un corriente de vapor de cabeza 12 rico en metano y una corriente líquida del fondo 13 que es predominantemente gas natural líquido (GNL), principalmente etano, propano, butano, pentano e hidrocarburos más pesados. La corriente del fondo del desmetanizador 13 pasa a una planta convencional de fraccionamiento 36, cuyo funcionamiento general es conocido por los expertos en la técnica. La planta de fraccionamiento 36 puede comprender una o más columnas de fraccionamiento (no mostradas en la figura 2) que separan la corriente líquida del fondo 13 en cantidades predeterminadas de etano, propano, butano, pentano y hexano. Estos líquidos son retirados de la planta de fraccionamiento 36 en forma de productos condensados que se representan colectivamente en la figura 2 como corriente 14. Las corrientes de cabeza procedentes de la planta de fraccionamiento 36 son ricas en etano y otros hidrocarburos ligeros. Estas corrientes de cabeza se muestran colectivamente en la figura 2 como corriente 15. La planta de fraccionamiento comprende preferiblemente varias columnas de fraccionamiento (no mostradas), como una columna desetanizadora que produce etano, una columna despropanizadora que produce propano y una columna desbutanizadora que produce butano, que se pueden usar como refrigerantes para el sistema de refrigeración en cascada (primer y segundo ciclos de refrigeración 32 y 33) o en cualquier otro sistema adecuado de refrigeración. Las corrientes que constituyen el refrigerante se ilustran colectivamente en la figura 2 por la tubería 16. Aunque no se muestra en la figura 2, si la corriente de alimentación 10 contiene concentraciones altas de dióxido de carbono, pueden ser necesarias una o más corrientes de refrigerante para eliminar el dióxido de carbono para evitar problemas potenciales de obstrucciones en el equipo de refrigeración. Si la concentración de dióxido de carbono en la corriente de alimentación es superior a aproximadamente 3 por ciento en moles, la planta de fraccionamiento 36 incluirá preferiblemente un procedimiento de eliminación de dióxido de carbono.
La corriente 17 rica en metano procedente del separador 34, la corriente 12 rica en metano procedente del desmetanizador 35 y la corriente 15 procedente de la planta de fraccionamiento 36 se combinan y pasan como corriente 18 a una serie de intercambiadores de calor 37, 38 y 39 para licuar el gas natural. La refrigeración a los intercambiadores de calor 37, 38 y 39 la proporciona el segundo ciclo de refrigeración 33 antes descrito. Aunque los refrigerantes en el primer y segundo ciclos de refrigeración 32 y 33 circulan en un sistema de circuito cerrado, si se pierden refrigerantes en el sistema por fugas, se pueden obtener refrigerantes desde la planta de fraccionamiento 36 (tubería 16). En el procedimiento de licuefacción ilustrado en la figura 2, sólo se necesitan dos ciclos de un sistema en cascada para refrigerar la corriente de gas natural 10 de acuerdo con la práctica de esta invención.
La corriente de gas natural licuado 19 que sale del último intercambiador de calor 39 pasa a través de uno o más medios de expansión, como una turbina hidráulica 40, para producir producto de GNLP a una temperatura superior a aproximadamente -112ºC y a una presión suficiente para que el producto líquido esté en o por debajo de su punto de burbujeo. El GNLP se envía después por la tubería 20 a un medio adecuado de almacenamiento 41.
En el almacenamiento, transporte y la manipulación del gas natural licuado puede haber una cantidad considerable de ``vapor de evaporación'', el vapor resultante de la evaporación de gas natural licuado. Esta invención es muy adecuada particularmente para licuar vapor de evaporación producido por GNLP. El procedimiento de esta invención puede relicuar opcionalmente dicho vapor de evaporación. Con referencia la figura 2, el vapor de evaporación se puede introducir en el procedimiento de la invención a través de la tubería 21. Opcionalmente, una porción de la corriente 21 puede ser retirada como corriente 22 y dirigida a través de un intercambiador de calor 42 para enfriar la corriente de vapor 18 y calentar el gas evaporado retirado para su uso posterior como combustible en la planta de licuefacción. La porción restante de la corriente 21 pasa a través de un compresor convencional 43 para comprimir el vapor de evaporación a aproximadamente la presión de la corriente de vapor 18 y se combina después con la corriente 18.
La figura 3 ilustra otra realización de la presente invención. El procedimiento ilustrado en la figura 3 es similar al procedimiento antes descrito en relación con la figura 2 excepto que, como se muestra en la figura 3, la corriente 18 pasa a través de un compresor 44 y la corriente de vapor comprimido 18 pasa después a través de intercambiadores de calor 45 y 46 que se enfrían por refrigerante del primer ciclo de refrigeración 32.
Como se ilustra en la figura 3, el gas evaporado se puede introducir opcionalmente en la corriente 18 después de que la corriente 18 haya sido enfriada por el primer ciclo de refrigeración 32 y antes de ser enfriada por el segundo ciclo de refrigeración 33. Por lo menos una porción de la corriente de vapor de evaporación 21 es comprimida por un compresor convencional 43 y el gas comprimido (corriente 23) es enfriado por un intercambiador de calor 42 que es enfriado por la corriente 22 que ha sido separada de la corriente 21. La corriente 22 después de ser calentada por el intercambiador de calor 42 puede ser usada como combustible en la planta de licuefacción.
Aunque las figuras 2 y 3 muestran que el vapor de evaporación se introduce en el procedimiento de licuefacción en un punto después de las etapas de fraccionamiento y antes de las etapas de refrigeración del segundo ciclo de refrigeración, en la práctica de esta invención el vapor de evaporación puede ser introducido en la corriente de gas que se ha de licuar en cualquier punto del procedimiento, desde antes del intercambiador de calor 30 hasta después del cambiador 39 y antes del expansionador 40.
La invención no está limitada a un tipo de intercambiador de calor sion que, por razones económicas, se prefieren intercambiadores de placas-aletas y intercambiadores de calor de caja fría. Preferiblemente todas las corrientes que contienen la fase de vapor y la fase líquida que se envían a intercambiadores de calor tienen la fase de vapor y la fase líquida distribuidas igualmente por toda la sección transversal de los conductos por donde pasan. Para conseguir esto, se prefiere proporcionar aparatos de distribución para las corrientes individuales de vapor y líquido. A las corrientes de varias fases se pueden añadir los separadores que se requieran para dividir las corrientes en corrientes de vapor y de líquido. Dichos separadores se pueden añadir a los procedimientos ilustrados en las figuras 2 y 3 antes de los intercambiadores de calor 38 y 39.
Ejemplo
Se realizó una balance simulado de masa y energía para ilustrar las realizaciones ilustradas en las figuras y los resultados se indican en las siguientes tablas.
Los datos se obtuvieron usando un programa de simulación de procesos, disponible comercialmente, denominado HYSYS®. Sin embargo, se pueden usar otros programas de simulación de procesos, disponibles comercialmente, para desarrollar los datos, incluidos, por ejemplo, los programas HYSYM®, PROII® y ASPEN PLUS®, todos los cuales son familiares a los expertos en la técnica. Los datos presentados en la tabla 1 se ofrecen para comprender mejor la realización mostrada en la figura 1 pero la invención no se debe considerar que está limitada necesariamente a aquélla. Las temperaturas y caudales no se deben considerar como limitaciones de la invención y puede haber muchas variaciones de las temperaturas y de los caudales en vista de lo descrito en la presente invención. En esta realización, el primer ciclo de refrigeración 32 es un sistema de propano y el segundo ciclo de refrigeración 33 es un sistema de etileno.
Los datos de la tabla 2 se ofrecen para comprender mejor la realización mostrada en la figura 2. En esta realización, el primer ciclo de refrigeración 32 es un sistema de propano y el segundo ciclo de refrigeración 33 es un sistema de etano.
Usando el diagrama de flujos básico mostrado en la figura 1 y usando la misma composición y temperatura de la corriente de alimentación, la potencia instalada total requerida para producir GNL convencional (a presión próxima a la atmosférica y a una temperatura de -160ºC) fue más del doble de la potencia instalada total necesaria para producir GNLP usando la realización ilustrada en la figura 1: 177.927 kW (238.600 HP) para producir GNL frente a 75.839 kW (101.700 HP) para producir GNLP. Esta comparación se realizó usando el simulador de procesos HYSYS®.
Cualquier experto en la técnica, particularmente uno que tenga el conocimiento de esta patente, reconocerá que se pueden hacer muchas modificaciones y variaciones a los procedimientos específicos antes descritos. Por ejemplo, de acuerdo con la invención se puede usar una diversidad de temperaturas y presiones, dependiendo del diseño general del sistema y de la composición del gas de alimentación. También, el tren de enfriamiento del gas de alimentación puede ser suplementado o reconfigurado, dependiendo de los requisitos totales de diseño para conseguir requisitos óptimos y eficientes de intercambio de calor. Como se ha discutido anteriormente, las realizaciones descritas específicamente y el ejemplo no se deben usar para limitar o restringir el alcance de la invención, el cual ha de ser determinado por las reivindicaciones que adjuntas y por sus equivalentes.
TABLA 1 
\nobreak\vskip.5\baselineskip\centering\begin{tabular}{|c|c|c|c|c|c|c|c|c|c|}\hline
 Corriente  \+ Fase  \+ Presión  \+ Temp.  \+ Caudal 
\+\multicolumn{5}{|c|}{Composición (% en moles)}\\   \+  \+ (kPa) 
\+ (ºC)  \+ (kgmol/h) 
\+\multicolumn{5}{|c|}{ \relax }\\\hline   \+  \+  \+  \+ 
\+ C _{1}   \+ C _{2}   \+ C _{3+}   \+ CO _{2}   \+ N _{2} 
\\\hline  10  \+ V/L  \+ 5.516  \+ 4,4  \+ 36.707  \+ 92,6  \+ 3,9 
\+ 2,48  \+ 0,98  \+ 0,04 \\  11  \+ L  \+ 8.378  \+ -34,4  \+ 1.285
 \+ 38,13  \+ 9,61  \+ 50,97  \+ 1,29  \+ 0 \\  12  \+ V  \+ 5.364 
\+ -34,4  \+ 473  \+ 94,6  \+ 3,69  \+ 0,73  \+ 0,97  \+ 0,01 \\  13
 \+ L  \+ 5.378  \+ 187,8  \+ 817  \+ 5,43  \+ 13,04  \+ 80,05  \+
1,48  \+ 0 \\  14  \+ L  \+ 138  \+ 26,7  \+ 553  \+ 0  \+ 0  \+ 100
 \+ 0  \+ 0 \\  15  \+ V/L  \+ 5.295  \+ 71,7  \+ 224  \+ 19,54  \+
46,61  \+ 33,85  \+ 0  \+ 0 \\  16  \+ L  \+ 3.378  \+ 13,3  \+ 25 
\+ 0  \+ 2,73  \+ 97,26  \+ 0,01  \+ 0 \\  17  \+ V  \+ 5.378  \+
-34,4  \+ 35.422  \+ 94,58  \+ 3,69  \+ 0,72  \+ 0,97  \+ 0,04 \\ 
18  \+ V  \+ 5.295  \+ -29,4  \+ 36.120  \+ 94,11  \+ 3,96  \+ 0,93 
\+ 0,96  \+ 0,04 \\  19  \+ L  \+ 5.019  \+ -92,8  \+ 37.469  \+
94,29  \+ 3,84  \+ 0,89  \+ 0,94  \+ 0,04 \\  20  \+ L  \+ 2.861  \+
-95,6  \+ 37.469  \+ 94,29  \+ 3,84  \+ 0,89  \+ 0,94  \+ 0,04 \\ 
21  \+ V  \+ 2.827  \+ -90,0  \+ 2.724  \+ 99,11  \+ 0,46  \+ 0,01 
\+ 0,28  \+ 0,14 \\  22  \+ V  \+ 2.827  \+ -90,0  \+ 1.375  \+
99,11  \+ 0,46  \+ 0,01  \+ 0,28  \+ 0,14
\\\hline\end{tabular}\par\vskip.5\baselineskip
V: Fase de vapor
L: Fase líquida
TABLA 1 (continuación)
Potencia 
\nobreak\vskip.5\baselineskip\centering\begin{tabular}{|l|r|r|}\hline
  \+\multicolumn{1}{|c|}{Potencia
}\+\multicolumn{1}{|c|}{Potencia}\\   \+\multicolumn{1}{|c|}{(HP)
}\+\multicolumn{1}{|c|}{(kW)}\\\hline  Compresores \+ \+ \\  \quad
32, etapa 1  \+ 18.000  \+ 13.423 \\  \quad 32, etapa 2  \+ 35.400 
\+ 26.398 \\  \quad 33, etapa 1  \+ 3.300  \+ 2.461 \\  \quad 33,
etapa 2  \+ 14.300  \+ 10.664 \\  \quad 33, etapa 3  \+ 29.000  \+
21.626 \\  \quad 43  \+ 450  \+ 336 \\  \quad 46  \+ 60  \+ 45 \\ 
Expansor \+ \+ \\  \quad 40  \+\multicolumn{1}{|l|}{-1.200
}\+\multicolumn{1}{|l|}{-895}\\  Bomba \+ \+ \\  \quad 36  \+ 30  \+
22 \\  Potencia total neta  \+ 99.300  \+ 74.049 \\  Potencia total
instalada  \+ 101.700  \+ 75.839
\\\hline\end{tabular}\par\vskip.5\baselineskip
TABLA 2 
\nobreak\vskip.5\baselineskip\centering\begin{tabular}{|c|c|c|c|c|c|c|c|c|c|}\hline
 Corriente  \+ Fase  \+ Presión  \+ Temp.  \+ Caudal 
\+\multicolumn{5}{|c|}{Composición (% en moles)}\\   \+  \+ (kPa) 
\+ (ºC)  \+ (kgmol/h) 
\+\multicolumn{5}{|c|}{ \relax }\\\hline   \+  \+  \+  \+ 
\+ C _{1}   \+ C _{2}   \+ C _{3+}   \+ CO _{2}   \+ N _{2} 
\\\hline  10  \+ V/L  \+ 5.516  \+ 4,4  \+ 36.707  \+ 92,6  \+ 3,9 
\+ 2,48  \+ 0,98  \+ 0,04 \\  11  \+ L  \+ 5.378  \+ -34,4  \+ 1.285
 \+ 38,13  \+ 9,61  \+ 50,97  \+ 1,29  \+ 0 \\  12  \+ V  \+ 5.364 
\+ -34,4  \+ 498  \+ 94,61  \+ 3,69  \+ 0,72  \+ 0,97  \+ 0,01 \\ 
13  \+ L  \+ 5.378  \+ 220,0  \+ 787  \+ 2,35  \+ 13,36  \+ 82,8  \+
1,49  \+ 0 \\  14  \+ L  \+ 138  \+ 26,7  \+ 553  \+ 0  \+ 0  \+ 100
 \+ 0  \+ 0 \\  15  \+ V/L  \+ 5.295  \+ 73,9  \+ 194  \+ 8,57  \+
47,09  \+ 38,91  \+ 5,43  \+ 0 \\  16  \+ L  \+ 3.378  \+ 13,3  \+
40  \+ 4,52  \+ 32,87  \+ 62,6  \+ 0,01  \+ 0 \\  17  \+ V  \+ 5.378
 \+ -34,4  \+ 35.422  \+ 94,58  \+ 3,69  \+ 0,72  \+ 0,97  \+ 0,04
\\  18  \+ V  \+ 5.295  \+ -33,3  \+ 36.115  \+ 94,11  \+ 3,93  \+
0,93  \+ 0,99  \+ 0,04 \\  19  \+ L  \+ 9.997  \+ -87,8  \+ 37.554 
\+ 94,31  \+ 3,79  \+ 0,89  \+ 0,97  \+ 0,04 \\  20  \+ L  \+ 2.961 
\+ 95,6  \+ 37.554  \+ 94,31  \+ 3,79  \+ 0,89  \+ 0,97  \+ 0,04 \\ 
21  \+ V  \+ 2.827  \+ -90,0  \+ 2.724  \+ 99,11  \+ 0,46  \+ 0,01 
\+ 0,28  \+ 0,14 \\  22  \+ V  \+ 2.827  \+ -90,0  \+ 1.285  \+
99,11  \+ 0,46  \+ 0,01  \+ 0,28  \+ 0,14 \\  23  \+ V  \+ 10.273 
\+ -3,3  \+ 1.439  \+ 99,11  \+ 0,46  \+ 0,01  \+ 0,28  \+ 0,14
\\\hline\end{tabular}\par\vskip.5\baselineskip
V: Fase de vapor
L: Fase líquida
TABLA 2 (continuación)
Potencia 
\nobreak\vskip.5\baselineskip\centering\begin{tabular}{|l|r|r|}\hline
  \+\multicolumn{1}{|c|}{Potencia
}\+\multicolumn{1}{|c|}{Potencia}\\   \+\multicolumn{1}{|c|}{(HP)
}\+\multicolumn{1}{|c|}{(kW)}\\\hline  Compresores \+ \+ \\  \quad
32, etapa 1  \+ 15.800  \+ 11.782 \\  \quad 32, etapa 2  \+ 35.100 
\+ 26.174 \\  \quad 33, etapa 1  \+ 1.400  \+ 1.044 \\  \quad 33,
etapa 2  \+ 7.600  \+ 5.667 \\  \quad 33, etapa 3  \+ 14.800  \+
11.037 \\  \quad 43  \+ 1.100  \+ 820 \\  \quad 44  \+ 18.200  \+
13.572 \\  \quad 36  \+ 30  \+ 22 \\  Expansor  \+  \+ 0 \\  \quad
40  \+ -3.900  \+ -2.908 \\  Bomba  \+  \+ 0 \\  \quad 36  \+ 30  \+
22 \\  Potencia neta instalada  \+ 90.200  \+ 67.263 \\  Potencia
total instalada  \+ 98.000  \+ 73.080
\\\hline\end{tabular}\par\vskip.5\baselineskip

Claims (11)

1. Un procedimiento para la licuefacción de una corriente de gas presurizado rico en metano, caracterizado porque comprende las etapas de:
(a)
introducir la corriente de gas en contacto de intercambio de calor con un primer ciclo refrigerante que comprende por lo menos una etapa de refrigeración con lo que la temperatura de la corriente de gas se reduce por intercambio de calor con una primera porción de un primer refrigerante para producir una corriente de gas enfriado;
(b)
introducir la corriente de gas enfriado en contacto de intercambio de calor con un segundo ciclo refrigerante que comprende por lo menos una etapa de refrigeración con lo que la temperatura de la corriente de gas enfriado se reduce más por intercambio de calor con un segundo refrigerante para producir una corriente licuada rica en metano que tiene una temperatura por encima de aproximadamente -112°C, teniendo el segundo refrigerante un punto de ebullición menor que el punto de ebullición del primer refrigerante, y enfriándose y condensándose parcialmente el segundo refrigerante por intercambio de calor con una segunda porción del primer refrigerante; e
(c)
introducir la corriente licuada en un medio de almacenamiento a una temperatura superior a aproximadamente -112°C y a una presión suficiente para que la corriente licuada esté en, o por debajo de, su punto de burbujeo.
2. El procedimiento de la reivindicación 1, caracterizado porque comprende además hacer pasar por el citado procedimiento el gas de evaporación que resulta de la evaporación de gas natural licuado que tiene una temperatura superior a aproximadamente -112°C, licuándose al menos parcialmente por el procedimiento de licuefacción el gas de evaporación.
3. El procedimiento de la reivindicación 2, caracterizado porque comprende además separar el gas de evaporación en una primera corriente y en una segunda corriente, comprimir la primera corriente y hacer pasar la primera corriente comprimida por el procedimiento de licuefacción antes de por lo menos la última etapa de enfriamiento del segundo ciclo de refrigeración, pasando la citada segunda corriente por un intercambiador de calor para calentar la segunda corriente de evaporación y enfriar la corriente de gas natural usando la segunda corriente de evaporación calentada como combustible.
4. El procedimiento de la reivindicación 3, caracterizado porque comprende introducir la primera corriente del gas de evaporación en la corriente de gas antes de la última etapa del segundo ciclo de refrigeración.
5. El procedimiento de la reivindicación 2, caracterizado porque comprende además separar el gas de evaporación en una primera corriente y en una segunda corriente, comprimir la primera corriente y pasar la primera corriente comprimida por un intercambiador de calor, pasar la segunda corriente a través del intercambiador de calor para calentar la segunda corriente y enfriar la primera corriente comprimida, e introducir la primera corriente comprimida enfriada en la corriente de gas natural antes de por lo menos la última etapa del segundo ciclo de refrigeración.
6. El procedimiento de la reivindicación 1, caracterizado porque la corriente de gas contiene metano y componentes hidrocarburos más pesados que el metano, que comprende además eliminar una porción predominante de los hidrocarburos más pesados para producir una corriente de vapor rica en metano y una corriente líquida rica en los hidrocarburos más pesados, licuándose después la corriente de vapor por el procedimiento de la reivindicación 1.
7. El procedimiento de la reivindicación 6, caracterizado porque la corriente líquida rica en hidrocarburos más pesados se fracciona adicionalmente produciendo vapor en rico en etano que se combina con la corriente rica en metano.
8. El procedimiento de la reivindicación 1, caracterizado porque la licuefacción de la corriente de gas se realiza usando sólo dos ciclos de refrigeración cerrados dispuestos en cascada.
9. El procedimiento de la reivindicación 1, caracterizado porque la corriente de gas contiene metano y componentes hidrocarburos más pesados que el metano y que comprende, además, después de la etapa (a) las etapas adicionales de eliminar una porción predominante de los hidrocarburos más pesados para producir una corriente de gas exenta sustancialmente libre de hidrocarburos que tienen tres o más átomos de carbono, comprimir la corriente de vapor, enfriar de nuevo la corriente de gas en por lo menos una etapa de refrigeración con una tercera porción del refrigerante del primer ciclo refrigerante, y continuar después con la etapa (b) de la reivindicación 1.
10. El procedimiento de la reivindicación 1, caracterizado porque la corriente de gas presurizado rico en metano tiene una presión superior a 3.103 kPa.
11. Un procedimiento para la licuefacción una corriente de gas natural, caracterizado porque comprende las etapas de:
(a)
enfriar la corriente de gas natural por uno o más intercambiadores de calor por medio de un primer ciclo de refrigeración de un sistema de refrigeración en cascada que tiene dos ciclos;
(b)
hacer pasar el gas natural enfriado por un separador de fases para producir una primera corriente de vapor y una corriente líquida;
(c)
hacer pasar la corriente líquida de gas natural por un desmetanizador para producir una segunda corriente de vapor y una segunda corriente líquida;
(d)
hacer pasar la segunda corriente líquida por una planta de fraccionamiento para producir un producto condensado, refrigerante de reposición y una tercera corriente de vapor;
(e)
combinar la primera corriente de vapor, la segunda corriente de vapor y la tercera corriente de vapor y hacer pasar la corriente combinada de vapor por uno o más intercambiadores de calor enfriados por un segundo ciclo de refrigeración del sistema de refrigeración en cascada para licuar al menos parcialmente la corriente combinada de vapor; y
(f)
hacer pasar la corriente combinada de vapor de la etapa (e) por un medio de expansión para producir gas natural licuado que tiene una temperatura superior a -112°C y una presión suficiente para que el producto líquido esté en o por debajo de su punto de burbujeo.
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